TW202128630A - 工業規模上用於生產ε-己內醯胺及硫酸銨之方法及設備 - Google Patents

Abstract

本發明提供一種在一工業規模設備中生產ε-己內醯胺及結晶硫酸銨之方法及設備，其中該設備包含一貝克曼重排反應區段、一硫酸銨結晶作用區段，及一或多個熱交換器，其被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段，且其中該方法包含以下步驟： a)  將 (i)   環己酮肟以及 (ii)  發煙硫酸及/或硫酸 進料至該貝克曼重排反應區段 b)  使成分(i)及(ii)在該貝克曼重排反應區段中反應以形成一包含ε-己內醯胺之反應混合物，由此產生反應熱； c)  將該包含ε-己內醯胺之反應混合物從該貝克曼重排反應區段排出； d)  藉由一或多個被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移之熱交換器，將在該貝克曼重排反應區段中所產生之反應熱部分地或全部地移除； e)  將一含有硫酸銨之水性液體進料至該硫酸銨結晶作用區段； f)   藉由一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器，將熱量引入至該包含含有硫酸銨之水性液體的硫酸銨結晶作用區段； g)  在該硫酸銨結晶作用區段中藉由蒸發結晶作用形成硫酸銨晶體； 其特徵在於 h)  在步驟d)中從該貝克曼重排反應區段所移除之反應熱係在步驟f)中至少部分地或全部地被轉移至該硫酸銨結晶作用區段。

Description

工業規模上用於生產ε-己內醯胺及硫酸銨之方法及設備

發明領域

本發明係有關於一種藉由貝克曼重排從環己酮肟生產ε-己內醯胺並以節能之方式回收結晶硫酸銨之方法。

發明背景

ε-己內醯胺(亦稱為：己內醯胺)係一種重要的有機化學原料，主要係用於生產聚醯胺6(亦稱為：尼龍6)。眾所周知，ε-己內醯胺可以係在發煙硫酸、硫酸與SO₃ 之一混合物的存在下藉由環己酮肟之液相貝克曼重排所製備(參見烏爾曼工業化學百科全書，2018，「己內醯胺」一章節)。

此等液相貝克曼重排方法可以係例如以一連續方法執行，藉由將環己酮肟混合至一包含已經形成之ε-己內醯胺、硫酸及SO₃ 之反應混合物中。在此方法中，該硫酸及SO₃ 係一用於將環己酮肟轉化成己內醯胺之催化劑，已知其幾乎係瞬間發生的。該貝克曼重排反應係一高度放熱反應，且需要藉由一冷卻系統所控制。環己酮肟係藉由各種環己酮肟形成方法以商業規模所生產，諸如「HPO^® 方法」、「氨肟化方法」、「拉西格(Raschig)方法」、「硫酸中NO氫化作用方法」及「光亞硝化方法」。在「HPO^® 方法」中，硝酸鹽或氮氧化物被轉化成羥胺，其與環己酮反應生成環己酮肟；在「胺肟化方法」中，環己酮被過氧化氫及氨轉化成環己酮肟；在「拉西格方法」中，環己酮被羥胺轉化成環己酮肟；在「硫酸中NO氫化作用方法」中，氮氧化物(NO)被轉化成羥胺，其與環己酮反應生成環己酮肟；以及在「光亞硝化方法」中，環己烷被轉化成環己酮肟二鹽酸鹽(參見烏爾曼工業化學百科全書，2018，「己內醯胺」一章節)。

在該重排反應發生之後，將一鹼，較佳地係氨水，添加至該貝克曼重排混合物以產生一經中和之貝克曼重排混合物。將該經中和之貝克曼重排混合物相分離成一水性硫酸銨相及一粗製ε-己內醯胺相。使用溶劑萃取該硫酸銨相以移除ε-己內醯胺之殘留量。然後將該硫酸銨溶液蒸汽汽提以移除溶劑，並將其送至一硫酸銨回收單元。藉由一系列的純化步驟，其通常包括萃取、蒸餾及濃縮步驟，從該粗製ε-己內醯胺相回收純的ε-己內醯胺。

水性硫酸銨溶液不僅在該等貝克曼重排混合物之中和作用中形成，也會在一些較舊的環己酮肟形成方法中形成。舉例而言，在「拉西格方法」中，每噸的環己酮肟會共同產生至多2.7噸的硫酸銨；在「硫酸中NO氫化作用方法」中，每噸的環己酮肟產生約0.7噸的硫酸銨(參見烏爾曼工業化學百科全書，2018，「己內醯胺」一章節)。

硫酸銨回收單元典型地包含一或多個蒸發結晶作用單元。在ε-己內醯胺生產方法中所共同產生之水性硫酸銨溶液典型地包含約60 wt.%的水及約40 wt.%的硫酸銨。當此等水性硫酸銨溶液被進料至一蒸發結晶作用單元時，每噸的結晶硫酸銨必須有約1.5噸的水被蒸發。這意味著，每噸所產生之結晶硫酸銨，與該蒸發結晶器一起運作之該(等)加熱器必須裝有約1.5噸的外部蒸汽。通常，此外部蒸汽係在一鍋爐房中所產生，其燃燒諸如天然氣、石油或煤炭之化石燃料。因此，硫酸銨結晶作用需要大量的熱，且因此需要能量。使用外部蒸汽的成本在很大程度上決定該硫酸銨回收單位的運作成本。

實際上，為了保留蒸汽，兩個或多個蒸發結晶作用單元時常被結合成一多效應配置。在一多效應配置中，水係在一連串的蒸發結晶作用單元中沸騰，每個蒸發結晶作用單元的壓力係低於前一個蒸發結晶作用單元的壓力。因為水的沸騰溫度會隨著壓力降低而降低，因此在一個蒸發結晶作用單元中所蒸發之蒸氣可以被用於加熱下一個，且僅有該第一個蒸發結晶作用單元(處於最高壓力)需要蒸汽的一外部來源。理論上，在一四階段多效應配置的情況下，可以降低幾乎75%之所需的外部蒸汽量。實際上，實際降低會更低一些。然而，相對於所生產之結晶硫酸銨的市場價格，殘留外部蒸汽消耗成本仍然很高。

此外，長期以來一直期望以一不同的蒸汽，其來自於生態上更有利及/或具有較低經濟價值之一外部來源，替代在該燃燒化石燃料之鍋爐房中所產生之蒸汽。總體而言，期望減少聚醯胺6及其中間物及副產物的總碳足跡。

為了有用，此替代蒸汽的凝結溫度必須高於在該蒸發結晶作用單元中的溫度，或者在一多效應配置的情況下，必須高於在該第一蒸發結晶作用單元中的溫度。此外，為了顯著降低所生產之結晶硫酸銨的成本及碳足跡，此替代蒸汽的供應可得性應該夠高才能取代(較佳地係大部分)目前在使用之外部蒸汽。

通常，該液相貝克曼重排反應混合物之溫度係維持在從約75°C至約110°C的溫度範圍內。較高的溫度會導致較低的己內醯胺產率及較高的副產物形成。較低的溫度會導致較低的反應速率及非常高的反應混合物黏度。為了將該等貝克曼重排反應混合物之溫度維持在從約75°C至約110°C的所欲溫度範圍內，熱量係經由一或多個熱交換器被移除 (且該系統從而被冷卻)。正常來說，在此等熱交換器中，冷卻水被使用作為冷卻劑。因此，該反應熱係被轉移至該冷卻水。為了能夠從該等貝克曼重排反應混合物吸收熱量，該冷卻水之溫度應該(較佳地係非常)低於該等貝克曼重排反應混合物之溫度。在貝克曼重排反應區段中所運作之現有技術之熱交換器系統中，冷卻水在一特定的溫度下進入該(等)熱交換器，然後其吸收熱量並作為一較高溫度液體再次離開該(等)熱交換器。之後其再次被冷卻(例如，在一冷卻塔中)並返回至在該貝克曼重排反應區段中的該熱交換器。因此，正常來說水不會在貝克曼重排反應系統之該等熱交換器中蒸發。

已經嘗試以一經濟上更吸引人之方式使用在該貝克曼重排反應中所產生之熱量，但不是以本發明之方式。

舉例而言，DD147538描述一種藉由水的蒸發作用濃縮水性己內醯胺溶液之方法，由此所需之能量係源自於該貝克曼重排反應。該水性己內醯胺溶液係作為冷卻劑被裝入至該等熱交換器，其降低該貝克曼重排反應混合物之溫度。

CZ277997亦描述一種藉由水的蒸發作用濃縮水性己內醯胺溶液之方法，由此所需之能量係源自於該貝克曼重排反應。CZ277997採用一種特殊型熱交換器，亦即一蒸發器型熱交換器，且較佳地係一薄膜蒸發器型熱交換器。

US3992372亦描述並主張使用該貝克曼重排反應之反應熱濃縮水性己內醯胺溶液。在US3992372中，該等水性己內醯胺溶液係源自於在一聚醯胺6設備中的水性萃取。

CN103896840描述並主張一種藉由有機溶劑的蒸餾蒸發作用濃縮有機溶劑-己內醯胺溶液之方法。藉由將作為冷卻劑之有機溶劑-己內醯胺溶液裝入至該貝克曼重排區段之該熱交換器，該貝克曼重排區段之反應熱係經由一熱交換器被轉移至該蒸餾區段。

相對於僅採用冷卻水作為冷卻劑，雖然上述應用具有一些經濟優勢，但仍具有一些重要的缺點。在此等現有技術之應用中，為了移除該貝克曼重排反應之反應熱，不純的水性溶液及/或有機溶液被裝入至在該貝克曼重排反應區段中的該(等)熱交換器。第一個缺點係加熱此等不純的溶液會導致沉澱而使得該(等)熱交換器結垢。結果，該貝克曼重排反應之熱轉移會逐漸減少，且因此該貝克曼重排反應之能力以及整個己內醯胺生產設備之能力會隨著時間降低。清潔結垢之熱交換器係一項複雜的活動，其可能會導致該貝克曼重排反應區段以及整個己內醯胺生產設備的停工時間增加，導致產量進一步降低。

採用此等不純的水性溶液及/或有機溶液而不是(冷卻)水作為冷卻劑的第二個重要缺點係此等不純的水性溶液及/或有機溶液作為冷卻劑之熱導率遠低於(冷卻)水之導熱率。結果，相較於(冷卻)水作為冷卻劑，此等不純的水性溶液及/或有機溶液作為冷卻劑需要更大尺寸之熱交換器以用於一具有固定容量之貝克曼重排反應區段。因此，使用此等不純的水性溶液及/或有機溶液作為冷卻劑之貝克曼重排反應區段的投資成本將高於使用(冷卻)水作為冷卻劑之貝克曼重排反應區段的投資成本。

本發明之一目的係克服現有技術之上述缺點。特別是，本發明之一目的係提供一種生產ε-己內醯胺並以節能之方式回收結晶硫酸銨之方法，同時仍在工業上可行。本發明之另一目的係提供ε-己內醯胺及結晶硫酸銨產物之生產方法，其具有減少之碳足跡，同時仍允許其以有競爭力之價格生產。

此等目的係藉由所主張之發明而解決。本發明人發現所有此等目的可以藉由將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至一藉由蒸發結晶作用生產結晶硫酸銨之區段而達成。須牢記針對工業規模己內醯胺生產設備之測試目的，無法輕易地操控該等熱交換器系統及能量流。因此，針對上述目的之創新解決方法係受到限制。此外，儘管此等目的長期以來一直係工業上的重要目標，且僅管貝克曼重排反應及硫酸銨結晶作用已經併行運行一段更長的時間，至目前為止區段可有效地被使用於該硫酸銨結晶作用區段中。其原因之一係，如上所說明，該貝克曼重排反應典型地需要在從約75°C至約110°C的溫度範圍內運行以達到最佳結果。另一方面，蒸發硫酸銨結晶作用通常係在更高的溫度(典型地係在105°C與135°C之間)下運作以有效地蒸發在該水性硫酸銨溶液中的水，至少在如上所說明之一多效應結晶作用系統的第一效應中。為了在該蒸發硫酸銨結晶作用區段中達到此等更高的溫度，在該蒸發硫酸銨結晶作用區段中需要一高溫加熱來源，其具有甚至更高之溫度以為了能夠在該蒸發硫酸銨結晶作用區段中引入熱量。因此，普遍認為可從一工業規模貝克曼重排反應區段被傳移之熱量不足以取代在該蒸發硫酸銨結晶作用區段中通常被需要作為高溫加熱來源之蒸汽。本發明人在本發明之研究及開發過程中發現此等問題係不合理，且可以藉由將從一貝克曼重排反應區段被移除之反應熱轉移至一如請求項1所描述之硫酸銨結晶作用區段而達成令人滿意、更經濟且生態友善之方法。此外，本發明人開發額外的改良，其在附屬請求項中及在下文中進一步闡述。

使用本發明之方法，在該貝克曼重排反應區段中所產生之熱量可以在該硫酸銨結晶作用過程中被有效地重新利用。結果，在該硫酸銨結晶作用過程中可以完全地或在很大程度上避免使用例如在一燃燒化石燃料之鍋爐房中所產生之蒸汽的需求。此方式不僅可以顯著地降低成本，亦可降低聚醯胺6及其中間物及副產物諸如硫酸銨之總碳足跡。

發明概要

本發明提供一種在一工業規模設備中生產ε-己內醯胺及結晶硫酸銨之方法，其中該設備包含一貝克曼重排反應區段、一硫酸銨結晶作用區段，及一或多個熱交換器，其被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段，其中該方法包含以下步驟： a)    將 (i)       環己酮肟以及 (ii)    發煙硫酸及/或硫酸 進料至該貝克曼重排反應區段 b)    使成分(i)及(ii)在該貝克曼重排反應區段中反應以形成一包含ε-己內醯胺之反應混合物，由此產生反應熱； c)    將該包含ε-己內醯胺之反應混合物從該貝克曼重排反應區段排出； d)    藉由一或多個被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移之熱交換器，將在該貝克曼重排反應區段中所產生之反應熱部分地或全部地移除； e)    將一含有硫酸銨之水性液體進料至該硫酸銨結晶作用區段； f)     藉由一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器，將熱量引入至該包含含有硫酸銨之水性液體的硫酸銨結晶作用區段； g)    在該硫酸銨結晶作用區段中藉由蒸發結晶作用形成硫酸銨晶體； 其特徵在於 h)    在步驟d)中從該貝克曼重排反應區段所移除之反應熱係在步驟f)中至少部分地或全部地被轉移至該硫酸銨結晶作用區段。

本發明進一步提供一種適用於執行此方法之設備，所述設備包含一貝克曼重排反應區段以及一硫酸銨結晶作用區段；其特徵在於該設備包含一或多個熱交換器，其被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段。該適用於執行本發明之方法的設備與本發明之方法係密不可分。因此，儘管在本文中將進一步說明有關於該方法的許多特徵，並具體說明有關於該方法的有利實施態樣，但應理解其等亦適用並涉及所主張之設備實施態樣。

最後，本發明提供藉由在本文中所定義之方法而獲得之結晶硫酸銨。

本發明之方法及設備係特別地有益的，因為需要較少的冷卻水用以降低在該貝克曼重排反應區段中的溫度。進一步，需要較少的來自於一外部來源的熱量用以蒸發在該硫酸銨結晶作用區段中的水。來自於一外部來源的熱量的消耗減少，以及對冷卻水的需求減少，導致較低的成本、較少的能量消耗及減少的碳足跡。

本發明之方法係以工業規模執行，亦即，使用一工業規模設備。 工業規模係指每小時至少1,000 kg之ε-己內醯胺以及每小時至少1,000 kg之結晶硫酸銨的生產速率，或者一能夠以該生產速率運作之設備，更佳地係每小時至少5,000 kg之ε-己內醯胺以及每小時至少5,000 kg之結晶硫酸銨，且最佳地係每小時至少10,000 kg之ε-己內醯胺以及每小時至少10,000 kg之結晶硫酸銨。

本發明之方法典型地係一連續方法。在本文中所使用之術語「連續方法」係指一包括兩個或更多個方法步驟(或單元操作)之方法，使得在該方法中來自於一方法步驟之輸出直接地流入下一個方法步驟而不中斷，及/或無需在進行下一個方法步驟之前收集來自於一方法步驟之全部輸出量。換言之，在一連續方法的情況下，如在本文中所述，無需在下一個方法步驟開始之前完成一方法步驟，而是該等方法流體，且若是該中間熱交換流體亦存在的話，係不斷地移動通過該等方法步驟。「連續」因此可以被理解為與「批次」方法相反。在本發明之方法中，可以在其持續時間的至少一部分期間同時地進行兩個或更多個處理步驟。通常，若是本發明之方法係以一連續方法運行，a)至h)的所有步驟係同時地進行。因此在一連續方法中為該等方法步驟指定一特定的順序係沒有幫助的。在一連續方法中係有一空間順序，而在一批次方法中係有一時間順序。特別地，在本揭示內容中，該等方法步驟不按字母順序排序。

在本發明之方法的步驟a)中，將(i)環己酮肟及(ii)發煙硫酸及/或硫酸進料至該貝克曼重排反應區段，步驟b)中的貝克曼重排反應在其中發生。此導致反應熱產生以及一包含ε-己內醯胺之反應混合物形成。在步驟c)中，將該包含ε-己內醯胺之反應混合物從該貝克曼重排反應區段排出。在本發明之方法中，習知的貝克曼重排反應區段可以被用於進行步驟a)至c)。較佳地，使用一環流反應器，其包含一循環反應混合物，將(i)環己酮肟及(ii)發煙硫酸及/或硫酸進料至其中，並從其中取出一包含ε-己內醯胺之混合物。此等環流反應器係例如在WO 2004/103964 A1中描述。

甚至更佳地，一多階段貝克曼重排方法係在本發明之貝克曼重排反應區段中進行。此有助於降低在該液相貝克曼重排方法之後的中和作用步驟中所共同產生之硫酸銨的量。WO 2004/103964 A1揭露此一種藉由環己酮之貝克曼重排製備己內醯胺的多階段連續方法。在本發明之較佳實施態樣中，該多階段貝克曼重排方法包含以下步驟：a)將(i)發煙硫酸及(ii)環己酮肟進料至一包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之第一反應混合物，b)將(iii)該第一反應混合物的一部分及(iv)環己酮肟進料至一包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之第二反應混合物，c)取出該第二反應混合物的一部份。在將從該第二反應所取出的一部分裝入至一中和作用步驟的情況下獲得一兩階段重排。在一三階段重排實施態樣中，該方法包括：a)將(i)發煙硫酸及(ii)環己酮肟進料至一包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之第一反應混合物；b)將(iii)該第一反應混合物的一部分及(iv)環己酮肟進料至一包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之第二反應混合物；c)取出該第二反應混合物的一部份；d)將(v)該第二反應混合物的一部分及(vi)環己酮肟進料至一包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之第三反應混合物；e)取出該第三反應混合物的一部份；且其中從該第三反應所取出的一部份係被裝入至一中和作用步驟。

在此等多階段重排方法中，在每個階段中的液相貝克曼重排較佳地係在一包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之循環反應混合物中執行，藉由持續地將環己酮肟及與之分開的發煙硫酸(第一階段)進料至該循環反應混合物，分別為從前一階段(如果有的話)所取出之該循環反應混合物的量，且藉由持續地取出與環己酮肟的量及發煙硫酸(第一階段)的量相等之該循環反應混合物的量，分別為被引入至該循環反應混合物之從前一階段(如果有的話)所取出之該循環反應混合物的量，且藉由持續地將所述量進料至下一階段(如果有的話)。在一多階段重排方法的最後階段中，所取出之該循環反應混合物的一部分與環己酮肟的量相等，且從前一階段所取出之該循環反應混合物的量被引入至最後階段之該循環反應混合物；己內醯胺係從所述部分被回收。該第一反應混合物、該第二反應混合物，及該選擇性第三反應混合物包含已內醯胺、硫酸及SO₃ 。在下文中亦結合圖1b、圖1c及圖3描述此等在本發明中有用之多階段貝克曼重排方法。

當該貝克曼重排反應區段係一多階段貝克曼重排反應區段時，從在步驟d)中的該貝克曼重排反應區段所移除之反應熱較佳地係從該貝克曼重排反應區段的第一階段被移除。此係特別地經濟實惠，因為在該第一步驟中所產生之熱量係遠高於在該(等)下一步驟中所產生之熱量。

在單階段或多階段液相貝克曼重排方法中，在每個階段中該等(循環)反應混合物包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 。對於使用一多階段貝克曼重排方法之本發明的實施態樣而言，適用以下進一步較佳之特徵。該第一反應混合物(第一階段)、該第二反應混合物(第二階段)，及該選擇性第三反應混合物(第三階段)包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 。一反應混合物之莫耳比率M係定義為(n_SO3 + n_H2SO4 ) / n_Cap ，其中n_SO3 = 反應混合物中SO₃ 的量，以莫耳計(1 mol SO₃ 相當於80 g)，n_H2SO4 = 反應混合物中H₂ SO₄ 的量，以莫耳計(1 mol H₂ SO₄ 相當於98 g)，及n_Cap = 反應混合物中己內醯胺的量，以莫耳計(1 mol己內醯胺相當於113 g)。

該等反應混合物之莫耳比率M較佳地係在1與2.2之間，更佳地係在1.1與1.9之間。在每個反應混合物中的莫耳比率M較佳地係不同。如在本文中所使用，在該第一反應混合物、該第二反應混合物，且如果適用，該第三反應混合物中的莫耳比率M分別地被稱為M(1)、M(2)及M(3)。較佳地，M(2)係低於M(1)。較佳地，M(3)係低於M(2)。在一較佳實施態樣中，M(1)係在1.2與2.2之間，較佳地係在1.4與1.9之間，更佳地係在1.5與1.8之間。在一較佳實施態樣中，M(2)係在1.0與1.6之間，較佳地係在1.2與1.5之間。在一較佳實施態樣中，M(3)係在1.0與1.4之間，較佳地係在1.0與1.3之間。如在本文中所使用，M的數值特別係指在將環己酮肟進料至該反應混合物之後所獲得之在該反應混合物中的數值。M的較佳數值可以藉由將環己酮肟以適當量進料至該等不同階段，並藉由施加適當量之具有適當濃度之SO₃ 的發煙硫酸而獲得。

在該等包含己內醯胺、硫酸及SO₃ 之反應混合物中，SO₃ 的濃度較佳地係高於6 wt.%，更佳地係高於8 wt.%，且甚至更佳地係高於10 wt.%。出於實際原因，在該等反應混合物中的SO₃ 濃度通常係少於20 wt.%，例如少於18 wt.%或少於17 wt.%。SO₃ 的濃度(以wt.%表示)係指SO₃ 的量(以公克表示)相對於包含硫酸、SO​​₃ 及己內醯胺之反應混合物的總量(以公克表示)。在每個反應混合物中的SO₃ 濃度較佳地係不同。如在本文中所使用，在該第一反應混合物、該第二反應混合物，且如果適用，該第三反應混合物中的SO₃ 濃度分別地被稱為C_SO3 (1)、C_SO3 (2)及C_SO3 (3)。較佳地，C_SO3 (1)係在3與20 wt.%之間，較佳地係高於5 wt.%，且更佳地係高於6 wt.%。對於C_SO3 (1)而言，經增加之數值具有的優點係，C_SO3 (2)可以在該第二反應混合物中保持在較高水平，而不必將發煙硫酸進料至該第二反應混合物。C_SO3 (1)較佳地係少於18 wt.%，且甚至更佳地係少於17 wt.%。較佳地，C_SO3 (2)係在2與20 wt.%之間，更佳地係高於6 wt.%，更佳地係高於8 wt.%。C_SO3 (2)較佳地係少於18 wt.%，且甚至更佳地係少於16 wt.%。較佳地，C_SO3 (3)係在4與18 wt.%之間，較佳地係高於6 wt.%，更佳地係高於8 wt.%。C_SO3 (3)較佳地係少於17 wt.%，且甚至更佳地係少於16 wt.%。如在本文中所使用，SO₃ 的濃度特別係指在將環己酮肟進料至該反應混合物之後所獲得之在該反應混合物中的SO₃ 濃度。SO₃ 濃度的較佳數值可以藉由將環己酮肟以適當量進料至該等不同階段，並藉由施加適當量之具有適當濃度之SO₃ 的發煙硫酸而獲得。

該液相貝克曼重排較佳地係在70°C與125°C之間的溫度下執行，更佳地係在75°C與110°C之間的溫度下執行。如果使用一多階段方法，在每個反應混合物中的溫度較佳地係不同。如在本文中所使用，在該第一反應混合物、該第二反應混合物，且如果適用，該第三反應混合物中的溫度分別地被稱為T(1)、T(2)及T(3)。較佳地，T(1)係在70°C與125°C之間，更佳地係在75°C與115°C之間，甚至更佳地係在75°C與110°C之間。較佳地，T(2)係在70°C與125°C之間，更佳地係在75°C與115°C之間，甚至更佳地係在75°C與110°C之間。較佳地，T(3)係在70°C與125°C之間，且更佳地係在75°C與115°C之間，甚至更佳地係在70°C與110°C之間。如在本文中所使用，溫度特別係指在將環己酮肟進料至該反應混合物之後所獲得之在該反應混合物中的數值。

在步驟c)中被排出之包含ε-己內醯胺之反應混合物隨後典型地與一鹼，較佳地係氨水，進行中和作用反應，其被添加至該貝克曼重排反應混合物以產生一經中和之貝克曼重排混合物。在一較佳實施態樣中，該經中和之貝克曼重排混合物然後被相分離成一水性硫酸銨相及一粗製ε-己內醯胺相。在另一較佳實施態樣中，此水性硫酸銨相，選擇性地在進一步萃取及/或純化步驟之後，諸如蒸汽汽提及/或諸如給予氨或硫酸之pH調節步驟，係在步驟e)中所指之該含有硫酸銨之水性液體，且被進料至在本發明之方法中的硫酸銨結晶作用區段。其優點在於，來自於同一生產方法之反應熱以及副產物係以一特別有效之方式被使用。該粗製ε-己內醯胺相典型地係藉由一系列的純化步驟進行後處理，其通常包括萃取、蒸餾及濃縮步驟，以產生純的ε-己內醯胺。

較佳地，在步驟a)中被進料至該貝克曼重排反應區段之環己酮肟係在一環己酮肟形成方法中形成，其係選自於由「拉西格方法」、「硫酸中NO氫化作用方法」、「HPO^® 方法」、「氨肟化方法」及「光亞硝化方法」所組成之群組。更佳地，被進料至該貝克曼重排反應區段之環己酮肟係在一環己酮肟形成方法中形成，其係選自於由「拉西格方法」、「硫酸中NO氫化作用方法」、「HPO^® 方法」及「氨肟化方法」所組成之群組。已發現此等方法可生產特別高品質之環己酮肟。

貝克曼重排係一高度放熱方法，在現有技術中需要藉由一冷卻系統所控制。且根據本發明，該貝克曼重排反應混合物之溫度應維持在約70°C至約125°C的溫度範圍內，較佳地係從約75°C至約110°C的溫度範圍內。根據本發明，現有技術之習知冷卻系統係至少部分地被熱交換器所取代，該等熱交換器將反應熱從該貝克曼重排反應區段移除，並將其轉移(直接地或經由一中間熱轉移流體)至該硫酸銨結晶作用區段，而不是如在現有技術中(僅)轉移至冷卻水。在步驟d)中所述之該等熱交換器的旁邊，根據本發明之貝克曼重排反應亦可以包括一或多個冷卻系統以額外地控制該貝克曼重排反應之溫度。在本發明之一較佳實施態樣中，該貝克曼重排區段，或使用一多階段貝克曼重排方法的地方，除了在步驟d)中所述之一或多個熱交換器之外，至少該多階段貝克曼重排方法的第一階段不會利用一使用冷卻水之冷卻系統。其優點在於，相較於加熱冷卻水，反應熱係以一更有效率之方式被使用。

根據本發明，在步驟e)至f)中所述之硫酸銨結晶作用區段包含一或多個蒸發結晶作用單元。在一較佳實施態樣中，該一或多個蒸發結晶作用單元係選自於由奧斯陸(流體化床)結晶器、導流管擋板(draft tube baffle, DTB)結晶器，及強制循環結晶器或其混合物所組成之群組。奧斯陸或流體化床結晶器係特佳的。其等允許高產量及大晶體顆粒尺寸。在本發明之方法的步驟g)中，硫酸銨晶體係在該硫酸銨結晶作用區段中藉由蒸發結晶作用所形成。之後，可以在一或多個母液/結晶硫酸銨分離單元(例如，離心機)中回收該等硫酸銨晶體。典型地，隨後在一或多個乾燥單元(例如，流體化床)中乾燥該等硫酸銨晶體。在一較佳實施態樣中，在步驟e)及f)中所述之包含硫酸銨之液體係一硫酸銨溶液，亦即，一包含硫酸銨之溶液。典型地，此液體或溶液包含量為30 wt.%至45 wt.% 之硫酸銨，更典型地係量為40 wt.%至44 wt.%之硫酸銨。典型地，其餘大部分係水。該包含硫酸銨之液體或溶液因此係一包含硫酸銨之水性液體或溶液。在一實施態樣中，該包含硫酸銨之液體包含量大於95 wt.%之水及硫酸銨，特別係大於97.5 wt.%。其餘可以係有機及/或無機雜質。

藉由蒸發作用之結晶作用需要熱量輸入(典型地係蒸汽之形式)以蒸發該水性溶劑並濃縮剩餘之溶液。在本發明之一較佳實施態樣中，兩個或多個蒸發結晶作用單元被組合成一多效應配置，且一起組成該硫酸銨結晶作用區段。此多效應配置係有利的，因為其允許保留蒸發結晶作用所需之熱量。在一多效應配置中，該水性溶劑係在一連串的蒸發結晶作用單元中蒸發，每個蒸發結晶作用單元的壓力係低於前一個蒸發結晶作用單元的壓力。因為水的沸騰溫度會隨著壓力降低而降低，因此在一個蒸發結晶作用單元中所蒸發之蒸氣可以被用於加熱下一個，且僅有該第一個蒸發結晶作用單元(處於最高壓力)需要熱量的一外部來源。在現有技術中，此外部熱量來源係蒸汽，最常係藉由一基於燃料之鍋爐房所產生。本發明允許降低或完全地消除在現有技術中硫酸銨之蒸發結晶作用所需之外部蒸汽消耗。此係藉由本發明之方法的步驟d)、f)及h)所達成。根據本發明，來自於該貝克曼重排反應之反應熱係經由熱交換器被轉移至該硫酸銨結晶作用區段。出乎意料地，本發明人發現此可以部分地或甚至全部地替代在現有技術中蒸發結晶作用所需之蒸汽。當結晶器的一多效應配置在本發明之硫酸銨結晶作用區段中被使用時，然後在步驟f)中該熱量被引入至至少在最高溫度下運作之蒸發結晶作用單元。因此，在本發明之一較佳實施態樣中，該硫酸銨結晶作用區段包含在不同溫度下運作之兩個或更多個蒸發結晶作用單元，其中在步驟f)中該熱量被引入至在最高溫度下運作之蒸發結晶作用單元。

本發明之特點為反應熱係藉由一或多個熱交換器從該貝克曼重排反應區段至少部分地或全部地被轉移至該硫酸銨結晶作用區段。此係本發明之方法之步驟d)、f)及h)的主題。如在本文中所使用之術語「熱交換器」係一用於將熱量從一流體流轉移至另一流體流之裝置。一熱交換器可以係直接的(其中該等流體流被混合)或間接的(其中該等流體流被一隔牆分隔開)。在本文中所指之所有熱交換器皆為間接熱交換器。一間接熱交換器包含至少兩個具有一隔牆之腔室。其最簡單的形式包含兩個腔室。熱量係從在一第一腔室中的一流體通過該隔牆被轉移至在一第二腔室中的一流體。每個腔室可獨立地具有一長的途徑，以及一大的表面積與體積之比率以促進熱轉移。間接熱交換器係本領域技術人員眾所周知的。適用於本發明之間接熱交換器的實例為殼管式、板式及管型熱交換器。根據本發明，當在步驟d)及/或f)中的一或多個熱交換器係殼管式或板式間接熱交換器時，可以達到特別好的結果。一板式間接熱交換器係較佳的，因為其能夠處理大流量，並允許在該等熱量在其間轉移之液體具有一小的對數平均溫度差(Log Mean Temperature Difference LMTD)。一水平殼管式間接換熱器係特佳的，因為其係因為其形狀而堅固。對於藉由水的蒸發作用而產生蒸氣而言，一垂直殼管式間接熱交換器，特別係一降膜式間接熱交換器係特佳的。

如在本文中所使用，一方法中熱交換器 (in-process heat exchanger)係一間接熱交換器，其中來自於該方法之一部分的一方法流體將熱量轉移至在該方法之另一部分中的一方法流體。在本文中所使用之方法流體係指包含該貝克曼重排反應之反應物、產物或副產物之流體。根據本發明之特別重要的方法流體係該貝克曼重排反應流體，亦即，在步驟b)中所述之包含ε-己內醯胺之反應混合物，以及在步驟e)至g)中所使用之含有硫酸銨之水性液體。舉例而言，在本發明之方法中，一方法中間接熱交換器可以被同時用於進行步驟d)、f)及h)。在此實施態樣中，貝克曼重排反應流體將熱量通過一方法中間接熱交換器的牆至該包含硫酸銨之液體，其應該或係在該硫酸銨結晶作用區段中進行蒸發結晶作用。在此實施態樣中，不使用中間熱轉移流體。

步驟d)及f)因此可以係指相同或兩個不同的熱交換器，或多組一或多個熱交換器。在該等實施態樣中，其中步驟d)及f)係指相同的一或多個熱交換器，此等係如在本文中所述之方法中間接熱交換器。在該等實施態樣中，其中步驟d)及f)係指不同的(多組)一或多個熱交換器，其等仍然係以將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段之方式所連接。通常，在此實施態樣中，需要一中間熱轉移流體藉由在步驟d)中所述之一或多個熱交換器將從該貝克曼重排反應區段所移除之反應熱轉移至在步驟f)中所述之另一或多個熱交換器，且從而至該硫酸銨結晶作用區段。實際實驗已顯示該中間熱轉移流體可以通過管道行進很長的路徑。因此，在步驟d)中所述之一或多個熱交換器以及在步驟f)中所述之一或多個熱交換器不需要非常接近，儘管這在節省能量及成本方面係當然有利的。

在本發明之一實施態樣中，在步驟d)中所指的一或多個熱交換器與在步驟f)中所指的一或多個熱交換器係相同的。在此實施態樣中，該一或多個熱交換器之各者同時將熱量從該貝克曼重排反應區移除，並將熱量引入至該硫酸銨結晶作用區段。在此等實施態樣中，典型地不使用中間熱轉移流體將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段。從該貝克曼重排反應區段至該硫酸銨結晶作用區段之熱轉移可以係例如通過一間接方法中熱交換器的一牆而達成。舉例而言，其最簡單之形式，該貝克曼重排反應區段與該硫酸銨結晶作用區段的一共有牆，如果此等係直接地接觸彼此，可以作為該熱交換器運行。然而，通常在本文中所使用之術語「熱交換器」係指一與在該貝克曼重排反應區段中的該(等)實際反應器以及在該硫酸銨結晶作用區段中的該結晶器連接但不同之裝置。儘管係較佳的，該貝克曼重排反應區段與該硫酸銨結晶作用區段並不需要非常靠近，因為來自於此等區段之液體可以經由管道及泵被轉移，從而與另一區段的一牆接觸，例如，通過安裝在那裡的一或多個熱交換器。舉例而言，從步驟b)所得到之包含ε-己內醯胺之反應混合物可以從該貝克曼重排反應區段被轉移至與該硫酸銨結晶作用區段的一牆直接接觸之位置(最好係經由安裝在那裡的一或多個熱交換器而完成)；或者包含水性硫酸銨之流體可以從該硫酸銨結晶作用區段被轉移至與該貝克曼重排反應區段的一牆直接接觸之位置(同樣地，最好係經由安裝在那裡的一或多個熱交換器而完成)；或兩者皆可以被轉移至一不同的位置，其中其等直接地接觸彼此，典型地通過一或多個熱交換器的一牆。在本發明之一實施態樣中，從步驟b)所得到之包含ε-己內醯胺之混合物係通過一間接熱交換器的一第一腔室，且包含水性硫酸銨之流體係通過該間接熱交換器的一第二腔室，由此步驟d)、f)及h)在此一熱交換器中完成。當然，亦可以使用多個此等方法中熱交換器。

在本發明之另一實施態樣中，使用一中間熱轉移流體將在步驟h)中的反應熱至少部分地或全部地轉移，亦即，從該貝克曼重排反應區段至該硫酸銨結晶作用區段。如在本文中所使用，熱轉移流體係指任何可以將熱量從一熱交換器轉移至另一熱交換器的液體或氣態流體或其混合物。在本揭示內容中，其被稱為中間熱轉移流體，因為其係在本發明之方法的步驟d)中所使用之一或多個熱交換器與在步驟f)中所使用之一或多個熱交換器之間的中間物，如果此等並非與在本文上述該等實施態樣中的一或多個熱交換器相同。較佳地，該中間熱轉移流體係一液體(例如，水、油、一水性溶液或一有機溶液、一熔鹽)及/或其蒸氣。在本文中所使用之術語「蒸氣」係指該相應液體之至少部分氣態形式。舉例而言，在本文中所定義之一蒸氣可以係一飽和氣相，但也可以係一具有小液滴之氣相。在一較佳實施態樣中，在本文中所使用之術語「蒸氣」係指蒸汽(亦即，蒸發的水)。若是該中間熱轉移流體係一液體-氣體系統，特別係一水-蒸汽系統，則可以達到特別好的結果。這意味著在本發明之方法中，該中間熱轉移流體係以一液體(例如，水)及一氣體(例如，蒸汽)之形式存在。在一較佳實施態樣中，該中間熱轉移流體在本發明之方法期間，特別係在步驟h)期間，改變其聚集狀態。在本發明之一特佳實施態樣中，該中間熱轉移流體係一液體，其在步驟d)中所述之熱交換中係至少部分地蒸發，亦即，至少部分地轉化成一氣體，且在本發明之方法的步驟f)中所述之熱交換器中係至少部分地冷凝。對於移除安裝在該貝克曼重排反應區段中且在步驟d)中所述之一或多個熱交換器中的反應熱，該中間熱轉移流體之蒸發作用係一種特別有效率之方式。所產生之蒸氣亦可以特別有效率地被引導至在步驟f中所述之硫酸銨結晶作用區段中的一或多個熱交換器。蒸氣形式之中間熱轉移流體之溫度亦可以藉由特別有利之技術而增加，諸如壓縮或風扇，其對於液體係不可能的。最後，在步驟d)中所述之熱交換器中作為中間熱轉移流體之蒸氣的產生允許在步驟f)中的熱交換器再次冷凝該熱轉移流體，其係將熱量轉移通過一熱交換器的牆的最有效方式之一。

在一較佳實施態樣中，該中間熱轉移流體係該水-蒸汽系統，特別係含有低含量之固體及離子的水(例如，蒸汽冷凝物或去離子水)。其優點在於該中間熱轉移流體可以在該連續運行方法中反覆循環，而不會在步驟d)之熱交換器中的頻繁蒸發作用期間形成沉積物。此沉積物形成會導致大量的結垢，且需要清潔該等熱交換器，導致設備的停機。透過此方式，冷凝物或去離子水亦不同於一般冷卻水，其不是沒有沉澱物雖然其通常不會蒸發。冷卻水通常係儲存在大型開放式水箱或水塔中，因此需要添加抗菌劑。本發明之中間熱轉移流體則不需要，其係保持在一封閉的循環中，且較佳地，經歷冷凝作用及蒸發作用之循環。

然而，除了水之外，亦可以使用本領域技術人員已知的其他熱轉移流體，只要其等能夠將熱量從在步驟d)中所述之熱交換器轉移至在步驟f)中所述之熱交換器即可。合適之其他中間熱轉移流體的實例為有機化合物，特別係導熱油(例如，Dowtherm熱轉移流體)及鹵代有機化合物。此等特別係可以選自於由Dowtherm^TM A流體、Dowtherm^TM Q流體、Dowtherm^TM SR-1流體所組成之群組。

該中間熱轉移流體可以係一在該貝克曼重排反應區段中被加熱且在該硫酸銨結晶作用區段中被冷卻之液體。其亦可以係一在該貝克曼重排反應區段(在步驟d的一或多個熱交換器中)中被至少部分地蒸發且選擇性地，但較佳地，係在該硫酸銨結晶作用區段(在步驟f的一或多個熱交換器中)中被至少部分地冷凝之液體。在一較佳實施態樣中，該熱轉移流體係一氣體狀態，其被裝入至一或多個被配置成將熱量轉移至在步驟f)中的硫酸銨結晶作用區段的熱交換器。在一較佳實施態樣中，該中間熱轉移流體係水，其係在步驟d)之一或多個熱交換器中被至少部分地蒸發且選擇性地，但較佳地，係在步驟f)之一或多個熱交換器中被至少部分地冷凝。在氣體熱轉移流體在一表面冷凝的情況下，熱量係非常有效率地被轉移，特別係需要相當小之裝備。在此情況下，熱量係在沸騰/冷凝點溫度下被轉移。

為了避免疑問，在本文中所使用之「中間熱轉移流體」並非為在本文中所使用之「方法流體」。特別地，其並非為該貝克曼重排反應或該硫酸銨結晶作用之一成分；而是一不同的成分。

無中間熱轉移流體之安排的一特別優點在於，該熱交換之效率係高於使用一中間熱轉移流體。因此，對於從步驟a)所得之包含ε-己內醯胺之混合物的特定溫度而言，該包含水性硫酸銨之流體可以被加熱至比使用一中間熱交換流體時更高的溫度。

使用中間熱轉移流體之安排的一特別優點在於，在將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之前，中間熱轉移流體可以被加熱至一較高的溫度水平。此可能係必要的或有利的若是從該貝克曼重排反應所移除之反應熱的溫度不足以將該中間熱轉移流體加熱至最有助於硫酸銨結晶作用之溫度。根據本發明之步驟h)的一較佳實施態樣，一中間熱轉移流體係被用於將熱量從在步驟d)中所述之一或多個熱交換器轉移至在步驟f)中所述之一或多個熱交換器，且在其進入在步驟f)中所述之一或多個熱交換器之前，來自於在步驟d)中所述之一或多個熱交換器之中間熱轉移流體的溫度會進一步增加。此係有利的，尤其係在該熱轉移流體在該貝克曼重排反應區段中被(至少部分地)蒸發的情況下。在此等情況下，可以單純地藉由熱或機械蒸氣壓縮(例如，風扇)增加該等蒸氣之壓力及溫度。實際實驗已顯示水在本發明之方法中係一特別有用之熱轉移流體。熱蒸氣壓縮(Thermal Vapor Compression, TVC)利用一蒸汽增壓器或一噴射器作為該技術之核心部分。在該蒸發器中所產生之蒸氣係與在該增壓器中之高壓蒸汽結合，且藉由該增壓器所排出之所得之蒸氣流係驅動該蒸發作用方法的能量。機械蒸氣壓縮(Mechanical Vapor Compression, MVC)利用在該蒸發器中所產生之蒸氣的壓縮至一更高的壓力/溫度，且隨後再被重複用於加熱該方法。眾所周知，一氣體或蒸氣之壓縮導致溫度升高。在MVC的情況下，該壓縮係藉由高速離心壓縮機或者兩個或三個串聯之風扇而達成。根據本發明，進一步增加該中間熱轉移流體之溫度的一較佳方式係藉由以下一或多種方式達成： a)    熱蒸氣壓縮， b)    機械蒸氣壓縮， c)    一或多個高速離心壓縮機及/或 d)    一或多個串聯之風扇。

在本發明之另一實施態樣中，該中間熱轉移流體在步驟d)中所述之一或多個熱交換器中蒸發之後，且在溫度進一步增加之後，但是在其進入在步驟f)中所述之一或多個熱交換器之前，係部分地或全部地被去過熱(de-superheated)。在一特定壓力下之過熱蒸氣具有一溫度係高於在該壓力下之蒸氣的冷凝或沸騰溫度。在此情形下，可以從過熱蒸氣移除熱量而不會使該蒸氣開始冷凝。過熱蒸氣之熱轉移係相對地較差，並且需要較大的熱交換器表面積。本發明人發現，在許多情況下，在該中間熱轉移流體進入在步驟f)中所述之一或多個熱交換器且在其中冷凝之前，將該中間熱轉移流體去過熱係較經濟實惠的。在一較佳實施態樣中，該氣體中間熱轉移流體之去過熱係藉由添加中間熱轉移流體冷凝物而達成。有利地，此可以係當氣體中間熱轉移流體在步驟f)中所述之一或多個熱交換器中冷凝時所獲得之中間熱轉移流體冷凝物。舉例而言，在使用蒸發成蒸氣的水作為中間熱轉移流體的情況下，可以單純地藉由添加會汽化且降低該蒸汽之溫度的水而達成去過熱。在本文中所使用之中間熱轉移流體冷凝物係指藉由氣體中間熱轉移流體之冷凝作用所產生之液相。舉例而言，水係蒸汽冷凝物。氣體熱轉移流體以及其冷凝物兩者可能包含雜質。

在下文中將針對本發明之較佳中間熱轉移流體，亦即水，再次說明該等涉及去過熱該氣體中間熱轉移流體之實施態樣。一旦水被加熱至其沸點，其會汽化並轉變成飽和蒸汽。當飽和蒸汽被加熱至水的沸點以上時，就會產生乾蒸汽，且最終所有的水分會被消除。此被稱為過熱蒸汽。將過熱蒸汽之溫度降低至高於其沸點之溫度並不會使其恢復成其原始液體狀態。然而，降低飽和蒸汽之溫度會使其恢復成其原來的水滴形式。相較於飽和蒸汽，過熱蒸汽具有較多的能量且可以更努力運作，但是該熱含量很少係有用的。此係因為過熱蒸汽與空氣具有相同的熱轉移係數，使其成為一絕緣體及不良的熱導體。因此，對於本發明之方法而言，對於進入在步驟f)中所述之一或多個熱交換器的中間熱轉移流體的狀態而言，僅稍微過熱之飽和蒸汽或蒸汽係較佳的，而不是過熱蒸汽。

較佳地，當水被使用作為該中間熱轉移流體時會產生過熱蒸汽，該過熱蒸汽係在進入步驟f)中所述之一或多個熱交換器之前，藉由添加水(例如，蒸汽冷凝物)而被去過熱至其飽和狀態。

如上所述，該被裝入至在步驟f)中所述之一或多個熱交換器的熱轉移流體較佳地係一氣體狀態。該被裝入至在步驟f)中所述之一或多個熱交換器的熱轉移流體的溫度較佳地係從35°C至150°C，更佳地係從85°C至140°C，甚至更佳地係從100°C至130°C。實際上，如果該被裝入至一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器的熱轉移流體的溫度係從55°C至150°C，則可以達到好的結果。該被裝入至在步驟f)中所述之一或多個熱交換器的熱轉移流體的壓力較佳地係從1 kPa至1 MPa，更佳地係從10 kPa至0.8 MPa。壓力與沸騰溫度之間的關係係眾所周知的。舉例而言，在1 atm (約101,325 Pa)下，水的沸點係100°C；在較高壓力下該沸點會上升。

與本發明之方法有關的上述特徵，在細節上作必要修改後亦適用於本發明之設備，其係適用於執行本發明之方法。在其最簡單的形式中，所述設備包含一貝克曼重排反應區段以及一硫酸銨結晶作用區段；以及一或多個熱交換器，其被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段。如上所說明，在步驟d)及f)中所述之一或多個熱交換器可以係相同的或不同的。在藉由本發明之設備所執行之方法涉及一中間熱轉移流體的情況下，本發明之設備將包含管道，其被配置成將該中間熱轉移流體從在步驟d)中所使用之一或多個熱交換器傳輸至在步驟f)中所使用之一或多個熱交換器。在一較佳實施態樣中，該設備亦包含在此管道中的另一區段，其可以進一步增加該中間熱轉移流體之溫度，如上所述，且選擇性地亦包含一去過熱區段以用於該中間熱轉移流體，同樣如上所述。該能夠進一步增加該中間熱轉移流體之溫度的區段可以例如包含一熱蒸氣壓縮機、一機械蒸氣壓縮機，一或多個高速離心壓縮機及/或一或多個串聯之風扇。該能夠進一步增加該中間熱轉移流體之溫度的區段以及該用於該中間熱轉移流體的去過熱區段皆位於在步驟d)與f)中所述之一或多個熱交換器之間並且經由管道與之連接。

本發明所具有之優點在於，不需要藉由一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器將源自於燃料之熱量引入至該方法中。特別地，不需要將源自於燃料之熱量引入至該硫酸銨結晶作用區段。若是沒有或僅有極少之源自於燃料之熱量被引入至該硫酸銨結晶作用區段，則可以產生結晶硫酸銨，其係特別地環保的。此產物在本文中亦被稱為「環保硫酸銨晶體」。眾所周知的問題係硫酸銨之蒸發結晶作用會消耗大量能量，且特別係燃料，且因此係溫室氣體等等。本發明提供生產環保硫酸銨晶體之可能性且無此缺點。因此，本發明亦涉及藉由本發明之方法可獲得之硫酸銨晶體。

本發明係藉由以下實施例所闡明，但不限於以下實施例。

該等實施例及比較實施例係在工業規模之連續運作設備中執行，ε-己內醯胺及結晶硫酸銨兩者在其中產生。 比較實施例1

在一工業現場，環己酮肟係藉由「拉西格方法」及「HPO^® 方法」所產生。藉由「HPO^® 方法」所產生之環己酮肟具有少於0.1 wt%之水含量。藉由「拉西格方法」所產生之環己酮肟具有約4.5 wt.%之水含量。將環己酮肟及發煙硫酸進料至一兩階段貝克曼重排反應區段。使用如圖1b所描述之一設備設置。在該兩階段貝克曼重排反應區段中所產生之熱量係經由間接熱交換器被轉移至冷卻水。在該貝克曼重排反應區段的第二階段中所獲得之包含ε-己內醯胺之反應混合物係從該貝克曼重排反應區段被排出至一中和作用區段，氨水係亦被裝入至其中。在該中和作用區段中獲得一兩相系統(一水性硫酸銨相及一水性ε-己內醯胺相)。在一逆流萃取管柱中使用苯萃取該水性ε-己內醯胺相，產生一己內醯胺-苯混合物。在一逆流萃取管柱中使用水萃取此己內醯胺-苯混合物並以一連續模式回收ε-己內醯胺，產生一己內醯胺-水混合物。在純化作用(包括離子交換處理及蒸餾步驟)之後，從此己內醯胺-水混合物獲得一級ε-己內醯胺，其可以被用於ε-己內醯胺的所有商業應用。

大約15噸/小時之環己酮肟係經由管線[102]被進料至該貝克曼重排反應區段的第一階段。此環己酮肟係一藉由「拉西格方法」所產生之環己酮肟與藉由「HPO^® 方法」所產生之環己酮肟的混合物。大約4噸/小時之藉由「HPO^® 方法」所產生之具有少於0.1 wt%之水含量的環己酮肟係經由管線[202]被裝入至該貝克曼重排反應區段的第二階段。大約19噸/小時之發煙硫酸(硫酸與SO₃ 之一混合物)係經由管線[103]被進料。

從混合裝置[K1]及[K2]離開之該等包含ε-己內醯胺之混合物的溫度係分別地約為112°C及約為110°C。從混合殼管式熱交換器[N1]及[N2]離開之該等包含ε-己內醯胺之混合物的溫度係分別地約為87°C及約85°C。從殼管式熱交換器[N1]及[N2]被排出之經加熱的冷卻水的溫度係約為45°C。

被裝入至殼管式熱交換器[N1]及[N2]之冷卻水的流量係分別地約為400 m³ /hr及約為100 m³ /hr。

離開該第一階段及該第二階段之該等包含ε-己內醯胺之反應混合物的莫耳比率M(1)及M(2)係分別地約為1.6及約為1.27。

該兩階段貝克曼重排反應區段之己內醯胺總產率(=離開該第二階段之ε-己內醯胺：被進料至第一階段及第二階段之環己酮肟的莫耳比率)係高於99%。

比較實施例1顯示可以以工業規模藉由將環己酮肟及發煙硫酸進料至一兩階段貝克曼重排反應區段而產生一級ε-己內醯胺，由此在該貝克曼重排反應區段的第二階段中所獲得之包含ε-己內醯胺之反應混合物係從該貝克曼重排反應區段被排出，並如上所述進行後處理。冷卻水係被裝入至間接熱交換器[N1]及[N2]以藉由移除在該兩階段貝克曼重排反應區段之兩個區段中所產生之熱量而控制該反應，該冷卻水之流量係每噸被裝入之環己酮肟大約30 m³ 之冷卻水。 比較實施例2

在一工業現場，環己酮肟係根據「拉西格方法」及「HPO^® 方法」從經由酚之氫化作用所產生之環己酮而產生。此兩種方法之環己酮肟與發煙硫酸係在一多階段貝克曼重排方法中被轉化成ε-己內醯胺。所獲得之ε-己內醯胺係在使用氨水之中和作用之後被回收。在「拉西格方法」中的環己酮肟形成步驟中，以及在該貝克曼重排之後的中和作用步驟中，氨水係被使用於中和作用。結果獲得兩種作為副產物之水性硫酸銨溶液。

在「拉西格方法」中的環己酮肟形成步驟中所獲得之水性硫酸銨溶液大致上包含： 硫酸銨     約43 wt.% 水             約55 wt.% 硝酸銨     約2 wt.% 在該貝克曼重排之後的中和作用步驟中所獲得之水性硫酸銨溶液大致上包含： 硫酸銨     約43 wt.% 水             約57 wt.%

此外，兩種水性硫酸銨溶液包含一些少量的有機雜質。有機雜質之濃度係根據ASTM D 1252-95(重鉻酸鹽法)藉由測量COD(化學需氧量)含量而測定。

藉由添加氨水(約25 wt.%)，兩種硫酸銨溶液之pH值皆增加至約5(在25℃之溫度下所測定)。

將該等所得之溶液進料至在該設備中的硫酸銨結晶作用區段，該設備包含一由四個蒸發結晶作用單元所組成之生產線，其係以一多效應配置運作，且由此僅有新鮮蒸汽被裝入至該第一蒸發結晶作用單元。該四個蒸發結晶作用單元之生產線係如圖2b所示。

在「拉西格方法」中的環己酮肟形成步驟中所獲得之經pH調節的水性硫酸銨溶液係分別地經由管線[211]及[221]被進料至蒸發結晶器[E1]及[E2]。在該貝克曼重排之後的中和作用步驟中所獲得之經pH調節的水性硫酸銨溶液係分別地經由管線[231]及[241]被進料至蒸發結晶器[E3]及[E4]。將大約相似量之硫酸銨溶液進料至每個結晶作用區段。

該等蒸發結晶器[E1]、[E2]、[E3]及[E4]係分別地在約101℃、約84℃、約65℃及約48℃的溫度下運作。所有結晶器均為奧斯陸型結晶器。

經由管線[216]被進料至熱交換器[H1]之新鮮蒸汽的量係約為22噸/小時。此新鮮蒸汽係在一鍋爐房中所產生，該鍋爐房燃燒作為燃料之非再生性(化石)天然氣。

藉由吹洗水性硫酸銨溶液，在該等蒸發結晶器[E1]及[E2]中的透明溶液中的硝酸銨水平係保持在大約35 wt.%之水平。藉由吹洗水性硫酸銨溶液，在該等蒸發結晶器[E3]及[E4]中的COD水平係分別地保持在每公斤透明溶液大約40公克之水平。

含有硫酸銨晶體之硫酸銨溶液係從每個蒸發結晶器[E3]及[E4]被排出並被進料至一離心機，該等硫酸銨晶體係在其中與母液分離，並使用一些水洗滌該等硫酸銨晶體。然後乾燥該等所獲得之經洗滌的硫酸銨晶體。所得之硫酸銨晶體的顏色係白色。

每個結晶作用單元之硫酸銨晶體的產能係約為15噸/小時，因此，該具有四個蒸發結晶作用單元之生產線之硫酸銨晶體的組合產能係約為60噸/小時。

比較實施例2顯示可以以工業規模藉由將硫酸銨溶液進料至一硫酸銨結晶作用設備而產生硫酸銨晶體，該硫酸銨溶液係在用於生產已內醯胺及其中間物之化學設備中所共同產生，該硫酸銨結晶作用設備包含一具有四個蒸發結晶作用單元之生產線，其係以一多效應配置運作，且由此僅有新鮮蒸汽被裝入至該第一蒸發結晶作用單元。需要被裝入至該第一蒸發結晶作用單元之熱交換器[H1]的新鮮蒸汽的量係每噸結晶硫酸銨大約0.37噸蒸汽。 實施例1

在此實施例中，使用如在圖3中所描述之一裝置。 該裝置由三個區段所組成： -        一兩階段貝克曼重排反應區段，在其中產生反應熱。此裝置係類似於在比較實施例1中所使用之裝置，除了該等殼管式熱交換器[N1]及[N2]係分別地被降膜型殼管式熱交換器[N1*]及[N2*]取代。此外，冷卻水並未被裝入該等熱交換器[N1*]及[N2*]，且經加熱之冷卻水也未從該等熱交換器[N1*]及[N2*]被排出。在此實施例中，水(冷凝物)被裝入至該等新的熱交換器[N1*]及[N2 *]，且蒸氣係從該等新的熱交換器[N1*]及[N2*]被排出。 -        一壓縮/去過熱區段，其裝有在該兩階段貝克曼重排反應區段中所產生之蒸氣以及裝有用於去過熱該經壓縮之蒸氣的水(冷凝物)。一經去過熱的蒸氣係從此區段被排出。 -        一包含四個蒸發結晶作用單元之硫酸銨結晶作用設備，其係如在比較實施例2中所述以一多效應配置運作，除了並沒有新鮮蒸汽被裝入至該硫酸銨結晶作用設備之第一蒸發結晶作用單元之熱交換器[H1]。在此實施例中，從該壓縮/去過熱區段被排出之經去過熱的蒸氣的一部份係被裝入至該熱交換器[H1]。

在一工業現場，環己酮肟係藉由「拉西格方法」及「HPO^® 方法」所產生。藉由「HPO^® 方法」所產生之環己酮肟具有少於0.1 wt%之水含量。藉由「拉西格方法」所產生之環己酮肟具有約4.5 wt.%之水含量。將環己酮肟及發煙硫酸進料至一兩階段貝克曼重排反應區段。使用如圖1b所描述之一設備。在該兩階段貝克曼重排反應區段之兩個階段中所產生之熱量係被轉移至水(蒸汽冷凝物)，其係在降膜型間接熱交換器中被加熱且被蒸發。在該貝克曼重排反應區段的第二階段中所獲得之包含ε-己內醯胺之反應混合物係從該貝克曼重排反應區段被排出至一中和作用區段，氨水係亦被裝入至其中。在該中和作用區段中獲得一兩相系統(一水性硫酸銨相及一水性ε-己內醯胺相)。在一逆流萃取管柱中使用苯萃取該水性ε-己內醯胺相，產生一己內醯胺-苯混合物。在一逆流萃取管柱中使用水萃取此己內醯胺-苯混合物並以一連續模式回收ε-己內醯胺，產生一己內醯胺-水混合物。在純化作用(包括離子交換處理及蒸餾步驟)之後，從此己內醯胺-水混合物獲得一級ε-己內醯胺，其可以被用於ε-己內醯胺的所有商業應用。

大約30噸/小時之環己酮肟係經由管線[102]被進料至該貝克曼重排反應區段的第一階段。此環己酮肟係一藉由「拉西格方法」所產生之環己酮肟與藉由「HPO^® 方法」所產生之環己酮肟的混合物。大約7.5噸/小時之藉由「HPO^® 方法」所產生之具有少於0.1 wt%之水含量的環己酮肟係經由管線[202]被裝入至該貝克曼重排反應區段的第二階段。大約38噸/小時之發煙硫酸(硫酸與SO₃ 之一混合物)係經由管線[103]被進料。

從混合裝置[K1]及[K2]離開之該等包含ε-己內醯胺之混合物的溫度係分別地約為112℃及約為110℃。從殼管式熱交換器[N1*]及[N2*]離開之該等包含ε-己內醯胺之混合物的溫度係分別地約為87℃及約為85℃。從降膜型管殼式熱交換器[N1]及[N2]被排出之蒸汽的溫度及壓力係分別地約為85°C及0.6 bar。

被裝入至殼管式熱交換器[N1]之水(冷凝物)的流量係13.8 m³ /hr。被裝入至殼管式熱交換器[N2]之冷卻水的流量係3.6 m³ /hr。

離開該第一階段及該第二階段之該等包含ε-己內醯胺之反應混合物的莫耳比率M(1)及M(2)係分別地約為1.6及約為1.27。

該兩階段貝克曼重排反應區段之己內醯胺總產率(=離開該第二階段之ε-己內醯胺與被進料至第一階段及第二階段之環己酮肟的莫耳比率)係高於99%。

從該殼管式熱交換器[N1]所取出之水蒸氣流首先係藉由機械蒸氣壓縮(MVC)之方式達到一較高的溫度水平。該壓縮係藉由三個串聯之風扇而達成。產生過熱蒸汽，其隨後藉由添加水(冷凝物)而被去過熱，由此該蒸汽之溫度降低至約120℃。該經去過熱的蒸汽的壓力係約為1.2 bar。

大約22噸/小時之所得之經去過熱的蒸汽流係經由管線[216]被進料至該硫酸銨結晶作用設備之第一蒸發結晶作用單元之熱交換器[H1]，該硫酸銨結晶作用設備包含一具有四個蒸發結晶作用單元之生產線，其係如在比較實施例2中所述以一多效應配置運作。其餘所產生之經去過熱的蒸汽流係被使用於其他應用。不需將任何新鮮蒸汽(亦即，藉由一燃料驅動之鍋爐房所產生)經由管線[216]進料至熱交換器[H1]。

所得之硫酸銨晶體的顏色係白色。

每個結晶作用單元之硫酸銨晶體的產能係約為15噸/小時(因此，該具有四個蒸發結晶作用單元之生產線之硫酸銨晶體的組合產能係約為60噸/小時。

實施例1顯示在一貝克曼重排反應區段中所產生之熱量可以在一用於生產硫酸銨晶體之蒸發型結晶作用設備中非常有效率地被使用作為熱來源。在一貝克曼重排反應區段的第一階段中所產生之熱量係被使用作為用於生產硫酸銨晶體之四效應蒸發型結晶作用設備之第一效應的熱來源。如在比較實施例2中，每個結晶作用單元之硫酸銨晶體的產能係保持在相同的水平(每個結晶作用單元係約為15噸/小時，且具有四個蒸發結晶單元之整個生產線係約為60噸/小時)。該四效應蒸發型結晶作用設備的第一效應不需要任何來自於一外部(特別是基於燃料的)來源的蒸汽。所產生之硫酸銨晶體的特色為生態硫酸銨晶體，因為在其生產過程中並未使用任何源自於化石(不可再生)燃料之熱量以在該硫酸銨結晶作用區段用於加熱。

此外，引入根據本發明之熱交換完全地減輕在該三階段貝克曼重排反應區段的第一階段的冷卻器中使用冷卻水之需要。 因此，實施例1之方法不需要向該貝克曼重排反應區段的第一階段施加冷卻水。

101,102,103,104,105,106,201,202,204,205,206,211,212,213,214,215,216,217,221,222,223,224,225,227,231,232,233,234,235,237,241,242,243,244,245,247,301,302,304,305,306,401,402,403:管線 C1:蒸氣壓縮,區段 D1:去過熱站,區段 E1,E2,E3,E4:蒸發結晶器 H1,H2,H3,H4,N1,N1*,N2,N2*,N3:熱交換器 K1,K2,K3:混合裝置 L1,L2,L3:收集容器 M1,M2,M3:泵

參考以下附圖，將更全面性地說明本發明。

圖1闡明貝克曼重排反應區段的三個實施例，其由一或多個串聯之階段所組成，其裝有環己酮肟及發煙硫酸及/或硫酸兩者，且一包含ε-己內醯胺之混合物在其中形成，且反應熱在其中產生。

圖1a闡明一單階段貝克曼重排反應區段的一實施例。該單階段貝克曼重排反應區段包含混合裝置[K1]、收集容器[L1]、泵[M1]及一或多個熱交換器[N1]。一包含ε-己內醯胺之第一混合物係經由管線[101]保持循環。分別地經由管線[102]及[103]進料環己酮肟及發煙硫酸(硫酸及SO₃ 的一混合物)。 熱量係從在一或多個熱交換器[N1]中的該包含ε-己內醯胺之混合物被轉移至冷卻水，該冷卻水係經由管線[105]進入該一或多個熱交換器，且經加熱的水係經由管線[106]被排出。經由管線[104]，該包含ε-己內醯胺之第一混合物的一部分係從該收集容器[L1]被取出，且被進料至一中和作用區段(未顯示於圖1a中)。

圖1b闡明一兩階段貝克曼重排反應區段的一實施例。該兩階段貝克曼重排反應區段的第一階段基本上係類似於在圖1a中所闡明之單階段貝克曼重排反應區段，除了經由管線[104]從該收集容器[L1]被取出之該包含ε-己內醯胺之第一混合物的一部分並未被進料至一中和作用區段，而是被進料至該兩階段貝克曼重排反應區段的第二階段。該兩階段貝克曼重排反應區段的第二階段包含混合裝置[K2]、收集容器[L2]、泵[M2]及一或多個熱交換器[N2]。一包含ε-己內醯胺之第二混合物係經由管線[201]保持循環。經由管線[202]進料環己酮肟。熱量係從在一或多個熱交換器[N2]中的該包含ε-己內醯胺之混合物被轉移至冷卻水，該冷卻水係經由管線[205]進入該一或多個熱交換器，且經加熱的水係經由管線[206]被排出。經由管線[204]，該包含ε-己內醯胺之第二混合物的一部分係從該收集容器[L2]被取出，且被進料至一中和作用區段(未顯示於圖1b中)。

圖1c闡明一三階段貝克曼重排反應區段的一實施例。該三階段貝克曼重排反應區段的第一階段及第二階段基本上係類似於在圖1b中所闡明之兩階段貝克曼重排反應區段，除了經由管線[204]從該收集容器[L2]被取出之該包含ε-己內醯胺之第二混合物的一部分並未被進料至一中和作用區段，而是被進料至該三階段貝克曼重排反應區段的第三階段。該三階段貝克曼重排反應區段的第三階段包含混合裝置[K3]、收集容器[L3]、泵[M3]及一或多個熱交換器[N3]。一包含ε-己內醯胺之第三混合物係經由管線[301]保持循環。經由管線[302]進料環己酮肟。熱量係從在一或多個熱交換器[N3]中的該包含ε-己內醯胺之混合物被轉移至冷卻水，該冷卻水係經由管線[305]進入該一或多個熱交換器，且經加熱的水係經由管線[306]被排出。經由管線[304]，該包含ε-己內醯胺之第三混合物的一部分係從該收集容器[L3]被取出，且被進料至一中和作用區段(未顯示於圖1c中)。

圖2示闡明裝有硫酸銨進料溶液之用於生產硫酸銨晶體之蒸發型結晶作用之一實施態樣的兩個實施例。

圖2a描述用於生產硫酸銨晶體之一單效應蒸發型結晶作用之一實施態樣。

該硫酸銨進料溶液係經由管線[211]被裝入至蒸發結晶器[E1]。一硫酸銨漿液或溶液係經由管線[212]從蒸發結晶器[E1]被排出並且被裝入至熱交換器[H1]。在熱交換器[H1]中，該硫酸銨漿液或溶液被加熱。該經加熱的硫酸銨漿液或溶液係經由管線[213]從該熱交換器[H1]被排出並且被裝入至該蒸發結晶器[E1]。一硫酸銨漿液係從經由管線[214]從蒸發結晶器[E1]被排出至一離心機(未顯示)以回收硫酸銨晶體。水蒸氣係經由管線[215]從該蒸發結晶器[E1]被排出並且被裝入至一冷凝器(未顯示)。使用經由管線[216]被裝入之蒸汽加熱熱交換器[H1]，且該蒸汽冷凝物係經由管線[217]從熱交換器[H1]被排出。

圖2b描述用於生產硫酸銨晶體之一四效應蒸發型結晶作用之一實施態樣。使用蒸汽直接地加熱該第一效應，從該第一蒸發結晶器所排出之水蒸氣被用於加熱該第二效應。來自於該第二效應之蒸氣被用於加熱該第三效應。來自於該第三效應之蒸氣被用於加熱該第四效應。來自於該第四效應之蒸氣被裝入至一冷凝器(未顯示)並且從該系統被移除。

該硫酸銨進料溶液係分別地經由管線[211]、[221]、[231]及[241]被裝入至蒸發結晶器[E1]、[E2]、[E3]及[E4]。硫酸銨漿液或溶液係分別地經由管線[212]、[222]、[232]及[242]從蒸發結晶器[E1]、[E2]、[E3]及[E4]被排出並且被裝入至熱交換器[H1]、[H2]、[H3]及[H4]。在熱交換器[H1]、[H2]、[H3]及[H4]中，該硫酸銨漿液或溶液被加熱。該經加熱的硫酸銨漿液或溶液係分別地經由管線[213]、[223]、[233]及[243]從該等熱交換器[H1]、[H2]、[H3]及[H4]被排出並且被裝入至該等蒸發結晶器[E1]、[E2]、[E4]及[E4]。硫酸銨漿液係分別地經由管線[214]、[224]、[234]及[244]從蒸發結晶器[E1]、[E2]、[E3]及[E4]被排出至一或多個離心機(未顯示)以回收硫酸銨晶體。水蒸氣係分別地經由管線[215]、[225]及[235]從該等蒸發結晶器[E1]、[E2]和[E3]被排出並且被裝入至熱交換器[H2]、[H3]及[H4]。冷凝物係分別地經由管線[227]、[237]及[247]從熱交換器[H2]、[H3]及[H4]被排出。水蒸氣係經由管線[245]從該蒸發結晶器[E4]被排出並且被裝入至一冷凝器(未顯示)。使用經由管線[216]被裝入之蒸汽加熱熱交換器[H1]，且該蒸汽冷凝物係經由管線[217]從熱交換器[H1]被排出。

圖3闡明由三個區段所組成之一裝置的一實施例： -        一貝克曼重排反應區段[I]，其由兩個串聯之階段所組成，其裝有環己酮肟及發煙硫酸及/或硫酸兩者，且一包含ε-己內醯胺之混合物在其中形成並被排出，且反應熱在其中產生。此反應熱的一部分被用於產生蒸氣並且從此區段被排出。 -        一壓縮/去過熱區段[II]，其裝有在該兩階段貝克曼重排反應區段中所產生之蒸氣以及裝有用於去過熱該經壓縮之蒸氣的水。一經去過熱的蒸氣係從此區段被排出。 -        一以多效應配置運作之用於生產硫酸銨晶體之包含四個蒸發結晶作用單元的實施態樣[III]。硫酸銨進料溶液被裝入至該等四個蒸發結晶作用單元且硫酸銨漿液從該等四個蒸發結晶作用單元被排出。從該壓縮/去過熱區段所排出之經去過熱的蒸氣係被裝入至此實施態樣[III]。

兩階段貝克曼重排反應區段[I]基本上係類似於在圖1b中所闡明之兩階段貝克曼重排反應區段，除了熱交換器[N1*]及[N2*]係被設計用於產生蒸氣。熱量係從在該一或多個熱交換器[N1*]及[N2*]中的該包含ε-己內醯胺之混合物被轉移至一中間熱轉移流體。被使用作為中間熱轉移流體之水具有低含量之固體及離子(例如，蒸汽冷凝物或去離子水)。此水係分別地經由管線[105]及[205]進入該一或多個熱交換器[N1*]及[N2*]。該水在該一或多個熱交換器[N1*]及[N2*]中被蒸發，且所得之蒸氣係分別地經由管線[106]及[206]被排出。

在壓縮/去過熱區段[II]中，該蒸氣傳輸管線[106]及[206]被合併成管線[401]，且該經傳輸的蒸氣被裝入至一或多個設備以經由蒸氣壓縮[C1] (例如，熱蒸氣壓縮機、機械蒸氣壓縮機、高速離心壓縮機、風扇或其組合)增加其溫度。該經壓縮的蒸氣，其係經過熱，係從該一或多個用於蒸氣壓縮[C1]之裝置被排出，並且經由管線[402]被裝入至去過熱站[D1]。具有低含量之固體及離子的水(例如，蒸汽冷凝物)係經由管線[403]被裝入至去過熱站[D1]。在去過熱站[D1]中，獲得經去過熱的蒸氣，其具有經減少之過熱水平，相較於經由管線[402]被裝入之蒸氣的過熱水平。在去過熱站[D1]中所獲得之經去過熱的蒸氣係經由管線[216]被排出。選擇性地，在該等傳輸管線[106]、[206]及/或[401]中的部分蒸氣並未被裝入至一或多個用於蒸氣壓縮[C1]之裝置，然而，其係被排出至另一應用(未顯示於圖3中)。區段[C1]及[D1]係選擇性的。

硫酸銨結晶作用區段[III]包含四個用於生產硫酸銨晶體之蒸發結晶作用單元。其基本上係類似於在圖2b中所闡明之實施態樣，除了熱交換器[H1]並未裝有來自於一燃燒天然氣之鍋爐房的外部蒸汽，但裝有經由管線[216]在去過熱站[D1]中所獲得之經去過熱的蒸氣。選擇性地，在去過熱站[D1]中所獲得之經去過熱的蒸氣的一部分並未被排出至區段[III]，而是被排出至另一應用(未顯示於圖3中)。

101,102,103,104,105,106,201,202,204,205,206,211,212,213,214,215,216,217,221,222,223,224,225,227,231,232,233,234,235,237,241,242,243,244,245,247,401,402,403:管線

C1:蒸氣壓縮，區段

D1:去過熱站，區段

E1,E2,E3,E4:蒸發結晶器

H1,H2,H3,H4,N1*,N2*:熱交換器

K1,K2:混合裝置

L1,L2:收集容器

M1,M2:泵

Claims (15)

1. 一種在工業規模設備中生產ε-己內醯胺及結晶硫酸銨之方法，其中該設備包含一貝克曼重排反應區段、一硫酸銨結晶作用區段，及一或多個熱交換器，其被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段，其中該方法包含以下步驟： a)       將 (i)     環己酮肟以及 (ii)   發煙硫酸及/或硫酸 進料至該貝克曼重排反應區段； b)      使成分(i)及(ii)在該貝克曼重排反應區段中反應以形成一包含ε-己內醯胺之反應混合物，由此產生反應熱； c)       將該包含ε-己內醯胺之反應混合物從該貝克曼重排反應區段排出； d)      藉由一或多個被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移之熱交換器，將在該貝克曼重排反應區段中所產生之反應熱部分地或全部地移除； e)       將一含有硫酸銨之水性液體進料至該硫酸銨結晶作用區段； f)       藉由一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器，將熱量引入至該包含含有硫酸銨之水性液體的硫酸銨結晶作用區段； g)      在該硫酸銨結晶作用區段中藉由蒸發結晶作用形成硫酸銨晶體； 其中， h)      在步驟d)中從該貝克曼重排反應區段所移除之反應熱係在步驟f)中至少部分地或全部地被轉移至該硫酸銨結晶作用區段。
2. 如請求項1之方法，其中一中間熱轉移流體係被用於至少部分地或全部地轉移在步驟h)中的反應熱。
3. 如請求項2之方法，其中該中間熱轉移流體係水，特別係一水-蒸汽系統。
4. 如請求項2或3之方法，其中該中間熱轉移流體係至少部分地在該一或多個被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移之熱交換器中蒸發，且選擇性地，係至少部分地在該一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器中冷凝。
5. 如請求項2至4中任一項之方法，其中在步驟h)中的反應熱轉移期間，來自於在步驟d)中所述之一或多個熱交換器的中間熱轉移流體的溫度係在其進入在步驟f)中所述之一或多個熱交換器之前進一步增加。
6. 如請求項5之方法，其中該中間熱轉移流體的溫度的進一步增加係藉由以下一或多種方式達成： a)    熱蒸氣壓縮， b)    機械蒸氣壓縮， c)    一或多個高速離心壓縮機及/或 d)    一或多個串聯之風扇。
7. 如請求項5或6之方法，其中該中間熱轉移流體在溫度進一步增加之後，但是在其進入在步驟f)中所述之一或多個熱交換器之前，係部分地或全部地被去過熱(de-superheated)。
8. 如請求項2至7中任一項之方法，其中該被裝入至一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器的熱轉移流體的溫度係從55°C至150°C。
9. 如請求項2至8中任一項之方法，其中該被裝入至一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器的熱轉移流體的壓力係從1 kPa至1 MPa。
10. 如請求項1至9中任一項之方法，其中該貝克曼重排反應區段係一多階段貝克曼重排反應區段，且從在步驟d)中的該貝克曼重排反應區段所移除之反應熱係從該貝克曼重排反應區段的第一階段被移除。
11. 如請求項1至10中任一項之方法，其中該硫酸銨結晶作用區段包含兩個或多個在不同溫度下運作之蒸發結晶作用單元，且其中在步驟f)中該熱量係被引入至在最高溫度下運作之蒸發結晶作用單元。
12. 引用請求項1之請求項10、或引用請求項1或10之請求項11之方法，其中沒有中間熱轉移流體被用於將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該結晶作用區段。
13. 如請求項1至12中任一項之方法，其中沒有源自於燃料之熱量藉由該一或多個被配置成將熱量轉移至該硫酸銨結晶作用區段之熱交換器被引入。
14. 一種適用於執行如請求項1至13中任一項之方法的設備，所述設備包含一貝克曼重排反應區段以及一硫酸銨結晶作用區段；其中，該設備包含一或多個熱交換器，其被配置成將熱量從該貝克曼重排反應區段轉移至該硫酸銨結晶作用區段。
15. 一種硫酸銨晶體，其藉由如請求項1至13中任一項之方法所獲得。

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